【也门马西拉原油常压蒸馏中管式加热炉的工艺设计计算案例5600字】

也门马西拉原油常压蒸馏中管式加热炉的工艺设计计算案例(1)过热水蒸汽G₂=8641.81×0.5=4320.905(2)闪底油t₁=280℃(进)t2=360℃(出)e=47.6%(体积分数)=48.78%(质量分数)(3)冷原油G₃=475000×0.21×0.5=49875kg/h(假设为冷原油的21%)因为处理量为3.8Mt/a>3.0Mt/a,应该使用两个炉子并联，取一半的量进行(1)冷原油热负荷,ti=120℃,查焓图3-14,Hi=67.5kcal/kg则：冷原油热负荷Q₃=G₃(H₂-H₁)=49875×(116.0(2)过热水蒸汽热负荷则水蒸汽的热负荷Q₂=G₂(H₂-H₁)=4320.905×(795-663)=0.57kcal/h(3)闪底油(21%)进料的热负荷t1=280℃,,查焓图3-14,Q=Q₁+Q₂+Q₃=(2.42+0.57+18.81)×10⁶=21.8×101.3燃烧过程计算QL=∑q;Y;=0.59%×5590+6.6%×2650+26.4%×8530+(1)烟气含量Vc₂=(CO/100+∑nCH+CO=(6.61+26.4+2×26+3×50%+3×4.7+4×60VH₂₀=(H₂/100+∑mC.H/2×100+H₂S/100+H₂O/100)+(g/1000)×(22V₀=0.21(α-1)V₀=0.188Nm³(2)总烟气量(3)各个组分占烟气的体积分率Xco₂=1.062/11.1759=0Xso=0.0059/11.1759=1.28Xo=0.188/11.1759=0.(4)燃料产物的密度查LY-100表3得常用气体热焓值，并计算后作烟焓图1.1。温度，℃进料供给热量包括催化干气、空气带入炉内的显热和燃料气的低发热量。(2)燃料气带入炉内的显热Qrtr一燃料入炉温度，℃(取燃料入炉温度为120℃)则Qr=(0.415+0.0006×120)×100=58.45kcal/Nm³燃料气(3)空气带入炉内的显热Qa取空气入炉温度25℃Qa=aLola=1.15×10.53×50=601.475kcal/Nm³燃料气(4)入炉的热量Qin气支出热量包括被加热介质的有效利用能量Q,烟气带出热量q₂,炉壁散热损失热量q等，即(1)烟气带走的热量假设烟气出对流室温度比最低进料温度高95℃,则ts=120+95(2)取全塔热损失为3.5%,炉膛散热损失量为：(3)有效利用热量Wg=B×Vp=2989.57×11.1759=33411.14kg/h=9假如总额定喷气能力比实际燃料用量大0.1倍，选标准火嘴为400kg/h,则需火嘴数为2989.57×1.1/400=8.22个，故取9个已知加热炉总热负荷Q=21.8×10⁶kcal/h,现取辐射室热负荷为全炉热负荷的0.8倍(1)辐射管加热表面积选用辐射管表面热强度qR=32000kcal/(h×m²),则辐射管的表面积为：(2)确定管径及管程数取流速u=1.2m/s,取管程数N=4查附录一国产炉管规格，选φ127×8炉管(光管),管心距为(1)高径比(辐射炉管直段长度L与节圆直径D之比)取L/D=1.9(2)辐射管直管长度及炉膛直径辐射管的有效长度Ler=1.9×7.37=14m(3)炉管数实际取辐射管数为n=4×28=112根(4)炉膛直径和炉膛高度(1)对流室长Lk=D'-(0.4~0.6)=7.266-0.6=6.67m(2)对流室宽对流室采用127×8钉头管，管心距为S。=2d。,每排8根炉管，采用三角形排列。则对流室宽度为：=(8-0.5)×0.254+0.127+2×(0.025+0.0(3)烟气质量流速取烟气的质量流速G₈=2.7kg/m²·s则有m;l-钉头高度m。ar=(0.127+1/0.016×0.012×2×0.02校核Gg,G₈=2.67kg/(m²●s),因为2<Gg<4,满足条件，则Lc,b合理。(1)辐射管冷平面Acp′=nLefSi=112×15×0.254=426.72m²(2)有效吸收因数查图8-4得φ=0.9(单排单面管的有效吸收因数)b.遮蔽管当量冷平面Ap=nLS。=8×1.1×0.254=10.36m²(φ=1)由α=1.15,查图8-6得烟气中CO₂和H₂O的分压为由表8-1得烟气平钧辐射长度为L=1×D=7.266m,查图8-5[6得F=0.63由α=1.15,烟气温度T=973K,查文献P26图2-3得：q₂/QL=34%=(1-3%-0.34)×2989.57×7579.96/(384.048×0.63)=5首先估计管壁温度。已知闪底油入炉温度tɪ=280℃=553.15K,加热炉出口t=t2-(t2-t1)×0.80=633.15-(633.15-553.15)×0.80=569.15作吸收曲线(见图1.2),假设不同的Tg,列表如下：由1.1.8和1.1.10可知：A点坐标(973,66.50)。另取Tg=1173K,计算方法同上，得到B点坐标(1073,61.20)。做出直线AB与吸收曲线如图1.2所示：(1)辐射段热负荷由T=1020K,查图2-2得：QR=(1-0.02-0.32)×2989.57×7579(2)辐射管表面热强度qRqR=14.96×1000/[0.127×π×(112×15+8×9.52)(3)辐射室油品入口温度twQF3=197980×220=43.56×10⁶kc(50.64×10⁶-20.845×10⁶)/197980=(4)管壁平均温度Tw对流式下段(闪底油)传热计算闪底油：296℃←280℃(2)管内膜传热系数h,GF=4×197980/(3600×π×8×0.1112)=710h*=1.5G⁸/d⁰²=1.5×(710.744)0.8/0.1每米管长光管的表面面积：a₀=0.127π=0.4a₅=12÷0.016×(0.012×0.025×3.14+0.785×0(4)总传热系数Kc1(5)对流管表面积及管排数(6)对流管表面热强度对流室中段(饱和水蒸汽)对流传热计算(1)传热温差及热负荷烟气进入该段温度Tzi=440℃,其焓值为H₂i=123kcal/kg假设烟气出该段温度为T₂o,其比焓为H₂o,根据热平衡有(假设热损失为(2)管内膜传热系数b=(n-0.5)S+d₁+2(1+0.03)=(8-0.5)×0.254+0.134+2×(0.025+0ag=(d₁+2/dp?×d₅×1)L=(0.134+1/0.016×0.012×2h=9.44×G87T⁰3/di⁰333=9.44×2.6767×692.as=12/0.016×(0.012×0.025×3.14+0.785×0.012²)=0.792a₆=0.40-0.785×0.012²×10/(4)总传热系数Kc2(5)对流管表面积及管排数(6)对流管表面热强度对流室上段(冷原油)对流传热计算(1)传热温差及热负荷烟气进入该段温度T₃i=400℃,其焓值为H₃i=114kcal/kg烟气，假设烟气出该段温度为T30,其比焓为H₃0,根据热平衡有(假设热损失为0.3%)解得I3o=87kcal/kg,查烟焓图得Tzi=310℃烟气平均温度T₈=(400-310)/1n(400/310)=354.1℃=627.25K(2)管内膜传热系数选用φ102×6标准钉头管，取nw=8,Si=0.254,di=0.134mb=(n-0.5)S;+d,+2(l+0.03)=(8-0.5)×0.254+0.134+2×(0.025+0a,=(d+2/d,?×d₅×1L=(0.134+1/0.016×0.012×2×故：h,=5GF₀.81d⁰²=5×241.780.8/0.1340.2=1011.94k(3)对流段采用钉头管时外膜传热系数b.钉头效率，所采用的钉头为φ12标准钉头，钉头高0.025m,当hs=44.6时，查P79LY-500-图7有Ωs=0.90c.钉头管光管部分管外对流传热系数h=9.44×G₈.67T⁰31di0333=9.44×2.6767×627.25包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数d.钉头外膜传热系数每米管长光管的表面面积：a₀=0.127π=0.4m²a₅=12/0.016×(0.012×0.025×3.14+0.785×0.012²)=0.792m²a₆=0.40-0.785×0.012²×10/(4)总传热系数Kc₂排，取9排(6)对流管表面热强度对流室设置两排遮蔽管(Φ102×6)m开始汽化时352℃,液相比焓为I.=205kcal/kg辐射管入口温度为298℃,液相比焓为Ii=175kcal/kg辐射管的当量长度，由表10-1取φ=60,则LR=nL/N+(n/N-1)d,=112×14/8+(112/8-1)×60×0.0汽化段平均温度Tv=(352+360)/2=356℃汽化段平均压力Pv=(0.4+0.206)/2=0.303MPa取Mv=180kg/kmol,则：汽化段平均条件下的液相密度P₁=P-r(t-20)=0.8910-0.00063×(352-2Wm=395960×0.5/(3600×61.42×π/4×0.134²×8)=汽化点处压力为：Pe=0.276+0.111=0.387MPa,与假定Pe=0.4MPa符合。(1)汽化点温度当汽化段的压力为0.387×10Pa时，得汽化点的温度为320℃,该点液相比焓值为Ie=170kcal/kg。(2)汽化点前炉管总当量长度辐射管加热段的当量长度：L=L-L'=268.54-124.95=143.59m对流管(包括遮蔽管)的当量长度Lon:(4)液气相密度，取Mv=180kg/kmol:P=P-r(t-20)=0.8910-0.00063×(320-20)=0.702g/cm³=702kg/m³(5)汽化段管内汽液相平均流速：Wm=2×395960/(3600×101.42×π×0.134²×8)(6)加热段压力降Ds=[4×33411.14/(π×3600×3.4)]1/2=1.65m,圆整后取1.7m炉膛高H=17m,对流室高Hc=7.94m,辐射室烟气的出口温度为711℃对流室烟气的平均温度为：Tg=(833.15+692.(1)烟气由辐射室至对流室的压力降由表11-1查得ξ=0.26烟气在对流室入口的密度：p1=354/1020=0.347kg/(2)烟气流过对流室的压力降a.对流室下段的压力降钉头与钉头之间的间隙为：d,'=0.016-0.012=0.004m两临管钉头端间的间隙为：d,"=0.134-2×0.025=0.084m当T₈=833.15K,由图4-16得烟气粘度：Hg=0.0388m.pa.s,N。=2排，b.对流室中段的压力降钉头与钉头之间的间隙为：d,'=0.016-0.012=0.004m两临管钉头端间的间隙为：d,"=0.134-2×0.025=0.084m当T=692.73K,由图4-16得烟气粘度：μ₈=0.035m.pa.s,N.=5排钉头与钉头之间的间隙为：d,'=0.016-0.012=0.004m两临管钉头端间的间隙为：d,"=0.134-2×0.025=0.084m当T₈=627.25K,由图4-165得烟气粘度：Hg=0.0296m.pa.s,N.=9排(3)烟气由对流室到烟囱的压力降烟气的密度为p₈=354+273/642=0.97kg/m³(4)烟囱的摩擦损失查图4-14,得λ=0.0074烟气密度p₈=0.8kg/m³。(5)烟